化工原理課程設(shè)計(jì)甲醇水二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì)

1、 南京工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 甲醇-水二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 鄒棟 班級(jí)、學(xué)號(hào) 化工1011班29號(hào) 指導(dǎo)教師姓名 馮 暉 課程設(shè)計(jì)時(shí)間2012年 12 月 24 日-2013年 1 月4 日 課程設(shè)計(jì)成績(jī)百分制 權(quán)重設(shè)計(jì)說(shuō)明書、計(jì)算書及設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力、設(shè)計(jì)過(guò)程表現(xiàn)、設(shè)計(jì)答辯及回答問(wèn)題情況，30%設(shè)計(jì)最終成績(jī)（五級(jí)分制） 指導(dǎo)教師簽字 化學(xué)化工學(xué)院課程名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 甲醇-水二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 鄒棟 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí)學(xué)號(hào) 1001101129 設(shè)計(jì)日期 2012 年 12月 24 日至

2、 2013 年 1 月 4日設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：設(shè)計(jì)體系： 甲醇水二元體系設(shè)計(jì)條件:1處理量F： 330 （kmol/h） 2料液濃度： 0.32 （mol%） 3. 進(jìn)料熱狀況： 15.7 要求： 1產(chǎn)品濃度： 99 （mol%） 2易揮發(fā)組分回收率： 99 % 指導(dǎo)教師 2012 年 12 月 24 日 前言化學(xué)工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一，化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進(jìn)行分離的。 塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則

3、為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的特點(diǎn)：1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價(jià)較低

4、，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。 近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。本次設(shè)計(jì)就是針對(duì)甲醇-水體系，而進(jìn)行的常壓浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)及其輔助設(shè)備的選型。由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 2012年12月 于南京工業(yè)大

5、學(xué)目錄一 概述.8二 工藝設(shè)計(jì)1 總體設(shè)計(jì)方案1.1 操作壓強(qiáng)的選擇101.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài).111.3 回流比的確定111.4 塔釜的加熱方式111.5 回流方式選定112 精餾的工藝流程圖.123 精餾塔塔板數(shù)的確定3.1 物料衡算.123.2 物系相平衡數(shù)據(jù).133.3 回流比確定.163.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù).173.5 實(shí)際塔板數(shù)的確定.184 塔徑塔板工藝尺寸的確定 4.1 各設(shè)計(jì)參數(shù) 4.1.1 操作壓力.20 4.1.2 溫度.20 4.1.3 平均摩爾質(zhì)量.21 4.1.4 平均密度.22 4.1.5 液體表面張力.23 4.1.6 液體的粘度.24 4.1.7 液負(fù)

6、荷計(jì)算.254.2 塔徑塔板工藝尺寸確定4.2.1 塔徑塔板的計(jì)算 4.2.1.1 塔徑的計(jì)算.26 4.2.1.2 溢流裝置的確定.28 4.2.1.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定.31 4.2.1.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列.314.2.2 精餾段提餾段塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算4.2.2.1 干板壓強(qiáng)降.354.2.2.2 降液管停留時(shí)間.364.2.2.3 液泛的校核.374.2.2.4 霧沫夾帶.374.2.2.4 漏液驗(yàn)算.394.2.3 精餾段提餾段負(fù)荷性能圖4.2.3.1 液相下限線.404.2.3.2 液相上限線.404.2.3.3 漏液線.414.2.3.4 過(guò)量霧沫夾帶線.414.2.

7、3.5 溢流液泛線.434.2.3.6 操作負(fù)荷線.454.2.3.7 性能負(fù)荷圖.45 4.2.3.8 浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù).475 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)5.1 塔頂全凝器的計(jì)算及選型.495.2 塔底再沸器面積的計(jì)算及選型.535.3 其他輔助設(shè)備的計(jì)算及選型5.3.1 進(jìn)料管.545.3.2 回流管.545.3.3 塔釜出料管.555.3.4 再沸器蒸汽進(jìn)口管.555.3.5 冷凝水管.555.3.6 冷凝水泵.565.3.7 進(jìn)料泵.57 6 總結(jié) 6.1 設(shè)計(jì)感想.58 6.2 致謝.60 6.3 參考文獻(xiàn).60 化工原理課程設(shè)計(jì)（工藝設(shè)計(jì)）說(shuō)明說(shuō)編寫內(nèi)容姓名：鄒棟 學(xué)號(hào)：100110112

8、9 專業(yè)：化學(xué)工程與工藝一、概述1、浮閥塔的特點(diǎn) 浮閥塔是廿世紀(jì)五十年代初開發(fā)的一種新塔型。其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下測(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。生產(chǎn)上對(duì)塔器在工藝上及結(jié)構(gòu)上提出的要求有下列幾方面： 1 分離效率高-達(dá)到一定分離程度所需塔的高度低。 2 生產(chǎn)能力大-單位塔截面積處理量大。 3 操作彈性（flexibility）大-對(duì)一定的塔器，操作時(shí)氣液流量（亦稱氣

9、液負(fù)荷）的變化會(huì)影響分離效率。若分離效率最高時(shí)的氣液負(fù)荷作為最佳負(fù)荷點(diǎn)，可把分離效率比最高效率下降15%的最大負(fù)荷與最小負(fù)荷之比稱為操作彈性。工程上常用的，是液，氣負(fù)荷比L/V為某一定值時(shí)，氣相與液相的操作彈性。操作彈性大的塔必然適應(yīng)性強(qiáng)，易于穩(wěn)定操作。 4 氣體阻力小-氣體阻力小可使氣體輸送的功率消耗小。對(duì)真空精餾來(lái)說(shuō)，降低塔器對(duì)氣流的阻力可減小塔頂，底間的壓差，降低塔的操作壓強(qiáng)，從而可降低塔底溶液泡點(diǎn)，降低對(duì)塔釜加熱劑的要求，還可防止塔底物料的分解。 5 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，設(shè)備取材面廣-便于加工制造與維修，價(jià)格低廉，使用面廣。2、浮閥閥型介紹浮閥的形狀如右圖所示。浮閥有三條帶鉤的腿。將浮閥放進(jìn)篩孔

10、后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時(shí)氣速過(guò)大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當(dāng)篩孔氣速降低浮閥降至塔板時(shí)，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持 2.5mm左右的間隙；在浮閥再次升起時(shí)，浮閥不會(huì)被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%40%，操作彈性可達(dá)79，板效率比泡罩塔約高15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的60%80%，為篩板塔的120%130%。圖2 浮閥（a）V-4型，（b）T型浮閥一般都用不銹鋼制成。國(guó)內(nèi)常用的浮閥有三種，即圖1所示的F1型及圖2所示的V-4型與T型。V-4型的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過(guò)閥孔時(shí)因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固

11、定于塔板的支架限制閥片移動(dòng)范圍。三類浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡(jiǎn)單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國(guó)已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111868）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33克，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質(zhì)量約25克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大。一般采用重罰。只有要求壓降很小的場(chǎng)合，如真空精餾時(shí)才使用輕閥。二工藝設(shè)計(jì)1. 總體設(shè)計(jì)方案 1.1 操作壓強(qiáng)的選擇 精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮的。對(duì)于沸點(diǎn)低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進(jìn)行操作。在相同條件下適當(dāng)提高操作

12、壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對(duì)揮發(fā)度液會(huì)下降。對(duì)于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對(duì)揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。本次任務(wù)分離的是甲醇和水體系，綜合考慮各個(gè)因素，決定采用常壓（1atm）下進(jìn)行操作。1.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài)采用冷液進(jìn)料的方式，進(jìn)料溫度為15.7,該溫度為南京市全年平均溫度，冷液進(jìn)料無(wú)需在進(jìn)料前進(jìn)行預(yù)熱，所以節(jié)省了操作費(fèi)用，簡(jiǎn)單方便。1.3 回流比的確定對(duì)于一定的分

13、離任務(wù)，采用較大的回流比時(shí)，操作線的位置遠(yuǎn)離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費(fèi)用增加，所以操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用總和最小時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比為最佳回流比。本次設(shè)計(jì)任務(wù)中，綜合考慮各個(gè)因素，一般我們采取1.1-2倍的最小回流比，故取中間，采用回流比為最小回流比的1.6倍。1.4 塔釜的加熱方式本次分離任務(wù)采設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供做夠的熱量。1.5 回流方式選定 重力回流2 精餾的工藝流程圖3 精餾塔塔

14、板數(shù)的確定3.1 物料衡算已知條件：F=330kmol/h 已知，F(xiàn)=330kmol/h，可以求出D=105.6kmol/hW=F-D=330kmol/h-105.6kmol/h=224.4kmol/h3.2 物系相平衡數(shù)據(jù) 1) 基本物性數(shù)據(jù)組分分子式分子量沸點(diǎn)熔點(diǎn)水H2O18.0153373.15K273.15k甲醇CH3OH32.04337.8K175.65K2） 甲醇-水汽液平衡組成常壓下甲醇和水的氣液平衡表(txy)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1373.4788.99.

15、2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得(5.31-0.47)/(5.31-0)=(92.9-)/(92.9-100)塔釜溫度(100-99)/(100-87.41)=(64.7-)/(64.7-66.9)塔頂溫度

16、64.875進(jìn)料溫度15.73） 甲醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度定性溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37282.1215.764.875甲醇pa.s2.2952.7206.27083.281水pa.s2.8443.46761.134.3964） 甲醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37215.764.875甲醇N/m0.01147 0.0225920.016788水N/m0.058950.073020.06526 5） 甲醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37215.764.875甲醇712.951809.1

17、86755.487水958.83999.02 980.6 6）甲醇-水在各溫度下地比熱容（內(nèi)插法求得）溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度泡點(diǎn)溫度tb 定性溫度 T=99.37215.764.736177.04546.3725甲醇J/mol.k49.69243.12146.98547.95045.538水J/mol.k75.94 75.36 75.2875.4775.1327）甲醇和水在各溫度下的汽化潛熱（內(nèi)插法求的）溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度泡點(diǎn)溫度tb99.37215.764.87577.045甲醇kJ/mol32.20738.84535.25534.224水kJ/mol40.662844.36

18、 42.24541.663解：當(dāng)T 當(dāng)t=77.045kJ/mol解得：3.3 回流比確定3.4甲醇摩爾分?jǐn)?shù)/%溫度X/100Y/100Y-XYX-XY液相X氣相Y5.3128.3492.90.05310.28340.2683510.0380517.052337.6740.0190.30.07670.40010.3694120.0460128.0285519.2643.5388.90.09260.43530.3949910.0522917.55368112.5748.3186.60.12570.48310.4223740.0649746.50063413.1554.54850.13150.54

19、540.473680.059787.92373216.7455.8583.20.16740.55850.4650070.0739076.29177818.1857.7582.30.18180.57750.4725110.0768116.15163920.8362.7381.60.20830.62730.4966330.0776336.39716123.1964.8580.20.23190.64850.4981130.0815136.11085128.1867.75780.28180.67750.4865810.0908815.35406929.0968.0177.80.29090.68010.

20、4822590.0930595.18229733.3369.1876.70.33330.69180.4612230.1027234.48996635.1373.4776.20.35130.73470.47660.09325.11373946.277.5673.80.4620.77560.4172730.1036734.02490152.9279.7172.70.52920.79710.3752750.1073753.49500259.3781.8371.30.59370.81830.3324750.1078753.08203468.4984.92700.68490.84920.2675830.

21、1032832.59077677.0189.62680.77010.89620.2060360.0799362.57750587.4191.9466.90.87410.91940.1157520.0704521.642987q=1.103，所以q線方程為 平衡線方程為聯(lián)立q線方程與平衡線方程得： 3.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)精餾段操作線方程為：y=0.528X+0.467提餾段操作線方程為：平衡線方程為：由上而下逐板計(jì)算，自X0=0.99開始到Xi首次超過(guò)X=0.35863時(shí)止 操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) 1 （X0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95343, Y1=0.99) 2

22、（X1=0.95343,Y2=0.9704） （X2=0.8714,Y2=0.9704） 3 （X2=0.8714,Y3=0.9271） （X3=0.7246,Y3=0.9217） 4 （X3=0.7246,Y4=0.850） （X4=0.54,Y4=0.850）5 （X4=0.540,Y5=0.751） （X5=0.385,Y5=0.751）6 （X6=0.385,Y7=0.670） （X6=0.2961,Y6=0.670）因?yàn)閄6 時(shí)首次出現(xiàn) Xi <Xq 故第6塊理論版為加料版，精餾段共有5塊理論板。提餾段理論板數(shù)已知X5=0.2680, 由上而下計(jì)算，直到Xi 首次越過(guò)Xw=0.

23、0047時(shí)為止。操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)7（X6=0.2961,Y7=0.5479） （X7=0.2015,Y7=0.5497）8（X7=0.2015,Y7=0.3728） （X8=0.1095,Y8=0.3728）9（X8=0.1095,Y9=0.2006） （X9=0.0493,Y9=0.2006）10（X9=0.0493,Y10=0.0882） （X10=0.0196,Y10=0.0882）11（X10=0.0196,Y11=0.0326） （X11=0.00692,Y11=0.03326）12（X11=0.00692,Y12=0.00887） （X12=0.001850,Y12=0.

24、00887）由于到X12首次出現(xiàn)Xi < X w ，故總理論板數(shù)不足12塊總的理論板數(shù)NT=11+（X11-Xw）/（X11-X12）=11.44( 包括塔釜)X3.5 實(shí)際塔板數(shù)的確定1）總板效率ET的計(jì)算塔頂溫度64.8751 塔釜溫度 進(jìn)料溫度15.7溫度塔釜溫度定性溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37282.0515.764.875甲醇pa.s2.2952.7206.27083.280水pa.s2.8443.46761.1304.396定性溫度 此溫度下組成為甲醇摩爾分率由內(nèi)插法求得X= 0.1912 當(dāng)t=82.12 時(shí)由內(nèi)插法求得=6.239325由奧克梅爾公式： 2）實(shí)際塔板層數(shù)

25、算得ET=0.4098其中： 精餾段：5/0.4098=12.2013塊 提餾段: 6.44/0.4098=15.716塊 實(shí)際塔板數(shù)Np=精餾段板數(shù)+提餾段板數(shù)+塔釜=30塊4 塔徑塔板工藝尺寸的確定4.1 各設(shè)計(jì)參數(shù)4.1.1 操作壓力塔頂壓強(qiáng)，p0.64kPa 取每層踏板壓強(qiáng)p=0.64kPa，則進(jìn)料板的壓力為： kPa塔底壓力為： kPa，故精餾段平均操作壓力為：pm精 kPa故提餾段平均操作壓力為：p提 kPa4.1.2溫度塔頂溫度=64.875 進(jìn)料溫度=15.7 塔釜溫度=99.372則精餾段的平均溫度：提餾段的平均溫度：塔平均溫度為：3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算1）精餾塔的汽、液相負(fù)荷

26、:L=RD=1.120×9105.6=118.272kmol/hV=(R+1)D=(1.120+1)×105.6=233.5872 kmol/hL=L+F×q=118.272+330×1.103=482.262kmol/hV=V-（1-q）F=233.5872-(1-1.103)×330=267.58kmol/h2）塔頂平均分子量:X1=0.95343, Y1=0.99MVDM=0.99×32.04+(1-0.99)×18.0153=31.90g/molMLDM=0.95343×32.04+(1-0.95343)&

27、#215;18.0153=31.387g/mol3)加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量：X4=0.385, Y4=0.751MVFM =0.751×32.04+(1-0.751)×18.0153=28.55 g/molMLFM =0.385×32.04+(1-0.385)×18.0153=23.4145g/mol4）加料板平均分子量：Xf=0.32 , yf=0.6947MVFM=0.6947×32.04+(1-0.6947×18.0153=27.7583g/molMLFM=0.32×32.04+(1-0.32)×18.

28、0153=22.503g/mol5）塔底平均分子量：xw=0.0047, yw=0.00223MVWM=0.0223×32.04+(1-0.0223)×18.0153=18.328g/molMLWM=0.0047×32.04+(1-0.0047)×18.0153=18.0812g/mol精餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31.90+28.55)/2=30.225g/molMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.387+23.4145)/2= 27.4008g/mol提餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(2

29、7.7583+18.328)/2=23.043g/molMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(22.503+18.0812)/2=20.29g/mol4.1.4平均密度1）氣相密度2)液相密度甲醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37215.764.875甲醇712.951809.186755.487水958.93 999.02 980.6 已知： 混合液密度: XF=0.3XD=0.99XW=0.00474.1.5液體表面張力甲醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37215.764.875甲醇N/m0.01147 0.0

30、225920.016788水N/m0.058950.07314 0.06526 tf=15.7 64.875 99.372 精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力：4.1.6液體的粘度 甲醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度定性溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37282.0515.764.7361甲醇pa.s2.2952,7206.270983.281水pa.s2.8443.46761.11994.3721) td=64.8750.3281mpa.s 2) tf=15.7 0.62709mpa.s 1.1199mpa.s 3) tw=99.3720.2295mpa.s 0.2844

31、mpa.s精餾段液相平均粘度：提餾段液相平均粘度：4.1.7液負(fù)荷計(jì)算精餾段：提餾段：4.2. 塔徑塔板工藝尺寸的確定 .塔徑塔板的計(jì)算4.2.1.1 塔徑的計(jì)算欲求塔徑應(yīng)先求出u，而u安全系數(shù)×umax 式中： 精餾段: 取塔板間距，板上液層高度，塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600那么分離空間： 功能參數(shù)：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得： 由于 取安全系數(shù)=0.7則 取圓整得 D=1.2m塔截面積：空塔氣速：提餾段:功能參數(shù)：取塔板間距，板上液層高度，那么分

32、離空間:從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：取安全系數(shù)=0.7則所以圓整取m,塔截面積： m2空塔氣速：4.2.1.2 溢流裝置的確定 選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過(guò)塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。1) 溢流堰長(zhǎng)精餾段：根據(jù)塔徑=1.2m ,溢流堰長(zhǎng) 提餾段：根據(jù)塔徑=1.2m ,溢流堰長(zhǎng) 2)出口堰高選用平直堰，堰上液 液流收縮系數(shù)精餾段：提流段:3）弓形降液管寬度和面積查圖知 精餾段： WD=0.15×1.2=0.18m 停留時(shí)間提

33、鎦段： 停留時(shí)間 故降液管尺寸可用。4) 降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以h0表示。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度hw，(hw-ho)不應(yīng)低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設(shè)計(jì)中取23mm。hw-ho=39- 23 =16 mm> 6 mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 4.2.1.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定 1) 入口安定區(qū) 塔板上液流的上游部位有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時(shí)也防止氣泡竄入降液管。一般取=（50100）mm,精餾段取=75mm,提

34、鎦段取=75mm。2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這部分不開孔是為了減小因流進(jìn)降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。精餾段取=75mm,提鎦段取=75mm。3） 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開孔，這部分用于塔板固定。一般=（2550）mm。精餾段取=40mm,提鎦段取=40mm。 4.2.1.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列塔徑D/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6D精=D提=1200mm所以查表得：塔板分塊數(shù)（精餾）=

35、塔板分塊數(shù)（提餾）=3工藝要求：孔徑精餾段：取閥孔動(dòng)能因子 =10孔速浮閥孔數(shù) 取無(wú)效區(qū)寬度 =0.04m 安定區(qū)寬度 =0.075m 弓形降液管寬度 開孔區(qū)面積 =0.71180m2其中 R=0.56x=0.345m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排圖如下：經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t=65mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=120個(gè)按N=121重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：孔速u0= VS/（× 1/4 ×d2× N）=10.626 m/sF0=uo×(V,M) 0.5=11.87閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。 開孔率 (5%<%<14%,符合要求)故

36、：t=75mm , t=65mm, 閥孔數(shù)N實(shí)際=120個(gè)則每層板上的開孔面積AO =A a × = 0.71180×12.67 %=0.090185m2提餾段：取閥孔動(dòng)能因子 孔速浮閥數(shù) 取無(wú)效區(qū)寬度 0.04m 安定區(qū)寬度 0.075m弓形降液管寬度 開孔區(qū)面積 =0.71180m2其中 0.560.345m由圖可得實(shí)際浮閥孔數(shù)120塊11.642閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi) 開孔率% (5%<%<14%,符合要求)4.2.2 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算4.2.2.1干板壓強(qiáng)降a）精餾段浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時(shí)的臨界速度為U0,cU0,c=（73.1/V

37、,M）（1/1.825）=9.4m/s液層阻力 取0.45 液體表面張力數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì)氣體通過(guò)每層塔板的壓降P為b) 提餾段：U，0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=10.729m/s液層阻力 取0.45液體表面張力數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì)氣體通過(guò)每層塔板的壓降P為4.2.2.2 降液管停留時(shí)間液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段：提餾段：故降液管設(shè)計(jì)合理 液泛的校核為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水屬于一般物系，取0.4對(duì)于浮閥塔0則Hd=hw+how+

38、hd+hp+=0.055+0.2(0.001090/(0.84X0.022)2+0.06040=0.1154m（HT+hW）=0.4(0.4+0.055)=0.182m因0.1154m<0.1820m， 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛4.2.2.4 霧沫夾帶綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率F1的數(shù)值。所謂泛點(diǎn)率指設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗(yàn)值為大塔F1<80%-82%精餾段：CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0Ab=AT-2Af=1.131-20.1018=0.9074 提餾段：CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.

39、0A,b=A,T-2A,f=1.131-20.1018=0.9074 故本設(shè)計(jì)中的霧沫夾帶量在允許范圍之內(nèi)。對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。計(jì)算出的泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev<0.1kg液/kg(干氣)的要求。4.2.2.5 漏液驗(yàn)算精餾段：0.637m3/s<Vs=1.5360 m3/s, 可見不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。提餾段： 0.7186m3/s<Vs=1.7159 m3/s, 可見不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。4.2.3 精餾塔提餾塔負(fù)荷性能圖4.2.3.1 液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時(shí)，對(duì)應(yīng)的液相流量為最小。設(shè)how,小=0.0

40、06ma)精餾段：， LW=0.84b)提餾段： ， LW=0.844.2.3.2 液相上限線當(dāng)停留時(shí)間取最小時(shí)，LS為最大，求出上限液體流量LS值（常數(shù)），在VSLS圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量VS無(wú)關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，因Af=0.1018m2 ， HT=0.4 =AfHT/LS a)精餾段：則LS,大=0.1018×0.4 / 5=0.008144m3/sb)提餾段：則LS,大=0.1018×0.35 / 5=0.007126m3/s 4.2.3.3 漏液線a)精餾段：b)提餾段： 據(jù)此可作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。 4.2.3.4

41、過(guò)量霧沫夾帶線a）精餾段：CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0Ab=AT-2Af=1.131-20.1018=0.9074根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，因該塔徑1.2m 控制其泛點(diǎn)率為80%，代入上式K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素，查表得CF=0.105代入計(jì)算式，整理可得：由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)LS值，依式算LS0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008VS1.95461.9251.8951.8651.8361.8061.7761.746LS0.0090.0100.0110.012VS1.8131.6401.4341.176b)提餾

42、段：CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0 根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，因該塔徑1.2m 控制其泛點(diǎn)率為80%代入上式lL=D-2Wd=1.2-20.18=0.84A,b=A,T-2A,f=1.131-20.1018=0.9074K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素，查表得CF=0.097代入計(jì)算式，整理可得：由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)LS值，依式算出相應(yīng)的VS值列于下表中。LS'0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008VS'2.3322.2962.2612.22532.18982.1542.1192.083LS'0.

43、0090.0010.0110.0012VS'2.0482.0121.9771.94154.2.3.5 溢流液泛線為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。聯(lián)立以下三式：由上式確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化成與的如下關(guān)系式： 其中 ： 帶入數(shù)據(jù)： 由得精餾段：LS0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008VS2.6852.6072.5292.4452.3352.2492.1332.002LS0.0090

44、.0100.0110.012VS1.8511.6761.4661.203提餾段：LS'0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008VS'3.2933.2013.1093.0102.9022.7832.6482.497LS'0.0090.0100.0110.012VS'2.3242.1251.8901.6034.2.3.6操作負(fù)荷線精餾段：當(dāng)操作中回流比恒定時(shí)，操作線斜率故在L-V坐標(biāo)圖上，通過(guò)原點(diǎn)0 斜率1409.2的直線0A即為操作線提餾段：操作線斜率故在L-V坐標(biāo)圖上，通過(guò)原點(diǎn)0 斜率584.65的直線0A即為操作線4.2.3.7性能負(fù)荷